PRA RANCANGAN PABRIK KIMIA.doc

Published on May 2016 | Categories: Documents | Downloads: 92 | Comments: 0 | Views: 381
of 74
Download PDF   Embed   Report

Comments

Content

PRA RANCANGAN PABRIK KIMIA
PROPYLENE OXIDE DARI
TERT BUTYL HYDROPEROXIDE DAN PROPYLENE
KAPASITAS 30.000 TON/TAHUN

Disusun Oleh :
Nama

: Andreas Wiguna

No. Mhs

: 98.01.3000

Jurusan

: Teknik Kimia

Fakultas

: Teknologi Industri

JURUSAN TEKNIK KIMIA
FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI
INSTITUT SAINS & TEKNOLOGI AKPRIND
YOGYAKARTA
2003

HALAMAN PENGESAHAN

Diajukan guna memenuhi kelengkapan kurikulum
untuk menyelesaikan program Strata -1
pada jurusan Teknik Kimia Fakultas Teknologi Industri
Institut Sains & Teknologi AKPRIND Yogyakarta

Disusun Oleh :
Nama

: Suyanti

No. Mhs

: 98.01.3056

Yogyakarta,

September 2003

Telah diperiksa dan disetujui oleh :
Pembimbing I

Pembimbing II

Ir. I. Made Bendiyasa, Msc. Phd.
Mengetahui,
Ketua Jurusan Teknik Kimia

Ir. Moedjiana Sajidi, MT.

Ir. Sumarni MS.

KATA PENGANTAR

Puji syukur kepada Tuhan Yang Maha Kuasa berkat rahmat kasih-Nya,
penyusun dapat menyelesaikan Tugas Akhir hingga tersusunnya laporan ini.
Disamping untuk memenuhi salah satu syarat memperoleh gelar
kesarjanaan (S-1) program studi Teknik Kimia di Institut Sains & Teknologi
AKPRIND Yogyakarta. Tugas Akhir ini dimaksudkan untuk latihan merencana
dan merancang salah satu pabrik kimia dengan menerapkan teori-teori yang
diperoleh

dalam perkuliahan serta didukung dengan berbagai literatur dan

narasumber yang ada.
Dengan selesainya laporan Tugas Akhir ini penyusun menyampaikan terima
kasih sedalam-dalamnya kepada :
1. Ir. Moedjiana Sajidi, MT., selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia
2. Ir. Made Bendiyasa, Msc. Phd., selaku Dosen Pembimbing I yang telah banyak
memberikan bimbingan dan pengarahan selama melaksanakan Tugas Akhir
3. Ir. Sumarni, Ms., selaku Dosen Pembimbing II yang telah banyak memberikan
bimbingan dan pengarahan selama melaksanakan Tugas Akhir.
4. Semua pihak yang telah memberikan bantuan baik moril maupun spirituil
Hingga akhir penyusunan laporan ini penyusun telah berusaha semaksimal
mungkin demi kesempurnaan isi laporan ini. Namun apabila masih terdapat
kekurangan, segala saran dan masukan yang bersifat membangun akan penyusun
terima dengan senang hati. Semoga laporan Tugas Akhir ini bermanfaat bagi para
pembaca.
Yogyakarta, September 2003
Penyusun

DAFTAR ISI

halaman

HALAMAN JUDUL........................................................................................
HALAMAN PENGESAHAN..........................................................................
KATA PENGANTAR.......................................................................................
DAFTAR ISI.....................................................................................................
DAFTAR GAMBAR........................................................................................
INTISARI.........................................................................................................
BAB

I. PENDAHULUAN...........................................................................
A. Latar Belakang................................................................................
B. Pemilihan Lokasi Pabrik.................................................................
C. Tinjauan Pustaka.............................................................................

BAB

II. URAIAN PROSES........................................................................

BAB

III. SPESIFIKASI BAHAN.................................................................
A. Bahan Baku.....................................................................................
B. Produk Utama.................................................................................
C. Produk Tambahan...........................................................................
D. Katalisator.......................................................................................

BAB IV. SPESIFIKASI ALAT......................................................................
BAB V. NERACA MASSA.........................................................................
BAB VI. NERACA PANAS..........................................................................
BAB VII. TATA LETAK PABRIK.................................................................
A. Lokasi Dan Tata Letak Pabrik........................................................
B. Tata Letak Alat...............................................................................
BAB VIII. UTILITAS......................................................................................
A Pengadaan Air dan Steam ..............................................................
B. Pengadaan Energi Listrik................................................................
BAB IX. ORGANISASI PERUSAHAAN....................................................
A. Sumber Daya Manusia...................................................................

B. Sistem Jam Kerja............................................................................
C. Sistem pengajian............................................................................
D. Kesejahteraan Karyawan................................................................
BAB

X. EVALUASI EKONOMI................................................................
A. Capital Investment Cost..................................................................
B. Manufacturing Cost........................................................................
C. Keuntungan.....................................................................................
D. Analisa Kelayakan..........................................................................

BAB XI. KESIMPULAN.............................................................................
DAFTAR PUSTAKA........................................................................................
LAMPIRAN

DAFTAR GAMBAR

halaman

Gambar 1. Grafik persentase penggunaan Propylene Oxide...........................
Gambar 2. Diagram Alir Kualitatif...................................................................
Gambar 3. Diagram Alir Kuantitatif.................................................................
Gambar 4. Tata Letak Pabrik............................................................................
Gambar 5. Tata Letak Alat Proses.....................................................................
Gambar 6. Water Treatment Flow Diagram......................................................
Gambar 7. Struktur Organisasi Perusahaan......................................................
Gambar 8. Grafik Evaluasi Ekonomi................................................................
Gambar 9. Penampang Reaktor Autoclave.......................................................
Gambar 10. Process Engineering Flow Diagram.............................................

INTI SARI

Propylene Oxide merupakan salah satu jenis senyawa karbon yang
memiliki peranan penting dalam dunia industri. Sebagian besar Propylene Oxide
digunakan sebagai bahan pembuatan polimer. Proses pembuatan Propylene Oxide
dari Tert-Butyl Hydroperoxide dan Propylene dengan proses hydroperoxide ialah
dengan cara mereaksikan Propylene dengan Tert-Butyl Hidroperoxide dalam
beberapa Reaktor Autoclave yang disusun secara seri. Reaksi berlangsung pada
kondisi cair dengan temperatur 85oC dan tekanan 37,4 atm. Perbandingan reaktan
ialah 2 mol Propylene per mol hydroperoxide serta mengunakan katalisator
Molybdenum Trioxide sebanyak 0,001 mol per mol Hydroperoxide. Total
konversi reaksi yang diperoleh sebesar 98 % dengan menghasilkan Propylene
Oxide sebagai produk utama dan Tert-Butyl Alcohol sebagai produk tambahan.
Hasil reaksi selanjutnya dipisahkan dan dimurnikan dengan cara distilasi.
Pabrik pembuatan Propylene Oxide dengan kapasitas produksi 30.000
ton/tahun direncanakan didirikan di daerah Serang-Jawa barat dengan menempati
area seluas 30.000 m2 , serta memperkerjakan 200 karyawan. Guna menunjang
proses produksi dipersiapkan sarana utilitas berupa air bersih sebanyak 114,825
m3/jam, yang meliputi air untuk keperluan proses, air minum dan sanitasi, serta
keperluan perumahan karyawan.
Untuk mendirikan Pabrik ini dibutuhkan modal tetap (FC) sebesar U$
194.619.015.168,00 serta modal kerja (WC) sebesar U$ 1.299.2215.438.34
dengan laju pemgembalian modal sebesar 24,75 % pertahun serta jangka waktu
pengembalian modal selama 2,87 tahun. Break even point terjadi pada kapasitas
46,08 % dan shut down point pada kapasitas 25,32 % dari kapasitas produksi
maksimum serta diperoleh discounted cash flow sebesar 35,80 % pertahun.
Berdasar pertimbangan dari hasil tersebut diatas, maka Pabrik Propylene
Oxide layak dipertimbangkan lebih lanjut.

BAB I
PENDAHULUAN

A. Latar Belakang
Propylene Oxide merupakan salah satu dari ribuan jenis senyawa kimia
karbon, dimana didalamnya tersusun atas ikatan rantai atom C. Propylene Oxide
dengan nama lain methyloxirane atau 1,2-epoxypropane memiliki rumus molekul
C3H6O.
Pengunaan Propylene Oxide dalam kehidupan sehari-hari cukup penting.
Dalam dunia industri sebagian besar Propylene Oxide dimanfaatkan sebagai
bahan baku pembuatan polymer, seperti misalnya Propylene Glycol dan
Polypropylene Glycol yang merupakan bahan busa yang umum digunakan pada
pembuatan tempat duduk dalam mobil, tempat tidur, pembuatan permadani, serta
dapat digunakan sebagai bahan isolator termal.
Pertumbuhan pembuatan Propylene Oxide dimulai sejak berlangsungnya
perang dunia I, dengan didirikannya pabrik pembuatan Propylene Oxide di
Jerman yang kemudian diikuti oleh Amerika pada tahun 1960, dengan
membangun pabrik serupa di Freeport, Texas dengan kapasitas 310 juta
pound/tahun. Pada tahun 1986 produksi Propylene Oxide telah meningkat hingga
mencapai 2,48 milyar pound bersamaan dengan didirikannya sejumlah pabrik
baru dengan skala produksi yang bervariasi.
5%
Miscellaneous

6% Brake and
other fluid
9% Tobacco
Humectant

60%
Polypropylene
glycol

20% Propylene
glycol

Gambar 1. Grafik persentase penggunaan Propylene Oxide

Di Indonesia hingga abad ke-21 pun belum mendirikan pabrik sejenis.
Seluruh kebutuhan Propylene Oxide dalam negeri dipenuhi dengan cara
mengimport dari mancanegara, seperti Cina, Korea, dan beberapa negara di
Eropa. Menurut data dari Biro Pusat Statistik tentang kebutuhan Propylene Oxide
nasional pada tahun 2000 mencapai 33.371,405 ton dan pada akhir tahun 2001
telah meningkat hingga mencapai 34.210,42 ton.
Mengingat pertumbuhan dan peningkatan permintaan pasar terhadap
Propylene Oxide sementara di Indonesia belum terdapat pabrik yang
menghasilkan, maka wajar bila pembangunan pabrik pembuatan Propylene Oxide
di Indonesia merupakan investasi yang cukup menarik, terlebih dengan
dimasukinya era pasar bebas.
B. Pemilihan Lokasi Pabrik
Lokasi suatu pabrik dapat mempengaruhi kedudukan suatu pabrik dalam
persaingan maupun penentuan kelangsungan hidupnya. Penentuan lokasi pabrik
yang tepat dan ekonomis dipengaruhi oleh banyak faktor. Idealnya lokasi yang
dipilih harus dapat memberikan kemungkinan perluasan dan perkembangan
pabrik serta dapat memberikan keuntungan dalam jangka panjang.
Lokasi pabrik yang baik akan menentukan hal-hal sebagai berikut :
a. Mampu melayani konsumen dan pelanggan dengan memuaskan
b. Mampu mendapatkan bahan baku yang cukup dan berkesinambungan
dengan harga cukup murah
c. Mudah dalam mendapatkan tenaga kerja yang diperlukan oleh pabrik
d. Kemungkinan untuk memperluas pabrik di masa datang ditinjau dari segi
keuntungan yang dicapai maupun areal tanah untuk pabrik
Pada dasarnya ada 2 faktor utama yang dapat mempengaruhi pemilihan
lokasi suatu pabrik, yaitu :
1. Faktor Primer, meliputi :
a. Letak pabrik terhadap pasar (market oriented)
b. Letak pabrik terhadap sumber bahan baku (raw material oriented)
c. Tersedianya sarana transportasi (transprotation oriented)

d. Adanya tenaga kerja yang murah (labor oriented)
e. Tersedianya sumber air, tenaga listrik dan bahan bakar yang cukup
(power oriented)
2. Faktor sekunder, meliputi :
a. Harga tanah, gedung biasanya dikaitkan dengan rencana masa datang
b. Kemungkinan perluasan pabrik
c. Tersedianya tempat perbelanjaan untuk kepentingan pabrik
d. Keadaan masyarakat daerah (sikap, keamanan, dan adat istiadat)
e. Iklim
f. Keadaan tanah, hal ini penting untuk rencana bangunan pondasi.
Faktor-faktor harus dipertimbangkan dan diperhatikan dalam pemilihan
lokasi pabrik. Dengan memperhatikan faktor-faktor tersebut diatas maka untuk
pembangunan pabrik Propylene Oxide dari bahan baku Tert-Butyl Hydroperoxide
dan Propylene dipilih daerah Serang, Jawa Barat.
C. Tinjauan Pustaka
Pembuatan Propylene Oxide dalam industri dikenal dua macam proses,
yaitu Chlorohydrin process dan Hydroperoxide process. Kedua macam proses
tersebut mengunakan bahan baku utama Propylene.
1. Chlorohydrin
Metode ini merupakan yang pertama kali digunakan dalam industri
penghasil Propylene Oxide pertama di Jerman pada masa perang dunia I. Dalam
proses ini Propylene Oxide dibuat melalui dua tahapan proses, yaitu :
 Chlorohydrination
 Epoxidation
Pada tahap cholrohydrination pertama-tama Propylene direaksikan dengan
cholrine yang akan menghasilkan ion kompleks, sebagaimaan reaksi berikut :
CH3CH=CH2

+ Cl2

CH3CH=CH2
Cl + Cl –
Propylene chloronium complex

Selanjutnya ion kompleks yang terbentuk direaksikan dngan air sehingga akan
menghasilkkan 2 buah senyawa isomer dan hydrogen chloride, sesuai reaksi
berikut :

OH

2CH3CH=CH2 + 2H2O

Cl

CH3CHCH2Cl + CH3CHCH2OH + 2HCl

Cl + Cl –
Berikutnya pada tahap expodation, senyawa chlorohydrin direaksikan dengan
larutan basa, sodium hydroxide atau calcium hydroxide menurut reaksi berikut :
OH

Cl

CH3CHCH2Cl +CH3CHCH2OH + 2NaOH

2CH3CH

CH2 + 2H2O + 2HCl

Selanjutnya hasil reaksi dipisahkan untuk memungut Propylene Oxide sebagai
produk yang diinginkan.
2. Hydroperoxide Proces
Proses ini merupakan metode modern yang masih digunakan hingga saat
ini. Dua pabrik pertama yang menerapkan metode ini dalam produksi Propylene
Oxide ialah Halcon International dan Atlantic Richfield corporation yang terdiri di
Bayport dan Channelview, Texas.
Dalam proses ini Propylene Oxide diperoleh dengan cara mereaksikan
Propylene dengan senyawa organik hydroperoxide, dimana yang biasa digunakan
ialah Tert-Butyl Hydroperoxide atau Ethylbenzyl-hydroperoxide. Pada reaksi
antara Propylene dan tert-butyl hydroperxide akan dihasilkan Propylene Oxide
sebagai hasil utama dan Tert-Butyl Alcohol sebagai hasil samping, sesuai reaksi
berikut :
O
CH3CH=CH2 + (CH3)3COOH

CH3CH-CH2 + (CH3)3COH

Sedangkan reaksi Propylene dengan Ethylbenzyl hydroperoxide akan
menghasilkan Propylene Oxide dan Ethylbenzyl alcohol sebagai hasil samping,
menurut
reaksi berikut :

OOH

CH3CH=CH2 + C6H5CHCH3

O
CH3CH-CH2 (CH3)3COH

Kelebihan hydroperoxide proses dibanding chlorohydrin proses ialah
mekanisme reaksi yang lebih sederhana dan total konversi yang diperoleh lebih
tinggi. Namun demikian kekurangan yang dimiliki ialah bahwa dijalankan pada
tekanan tinggi yaitu lebih dari 5 atm serta memerlukan peralatan purifiaksi yang
lebih mahal. (Kirk and Othmer, 1980). Reaksi yang terjadi dapat ditinjau dari :
1. Tinjauan Thermodinamika
Pada reaksi setimbang :
A +
C4H10O2

B

 C +

+

C3H6

D


C3H6O

+ C4H10O

Maka konstanta kesetimbangan reaksi dapat dihitung persamaan (9-11) Smith Van
Ness hal. (391) :

 Go = R T ln K
ln K = -

atau

G o
RT

 Go = selisih energi Gibbs
= (  Hfgpo - 

o
fgr

)

= [  HfgTBAo +  HfgPOo] – [  HfgTBHo +  HfgPeo]
= (-42,46 + (-6,16)) –(-47,36 +14,99)
= -16,25 kcal/gnol = 16.250 cal/gmol
R = 1,987 cal/gmoloK
T1 = 85 oC = 358 oK
Ln K = -

G o
RT
16.2500 cal / gmol

Ln K = (1,987 cal / gmol o K )(358o K )
K = 8337396511
[C ] [ D ]

K = [ A] [ B ]

 nC 
 V 
=
 nA 
 V 

 nD 
 V 
 nB 
 V 

=

nC . n D
n A . nB

=

n AO X e . n AO X e
n AO 1  x e  . n AO  M  x e 
2

Xe
=
1  x e  .  M  x e 
2

8337396511 =

Xe
1  x e  .  2  x e 

Xe = 0,9999999
Karena harga K >>> maka reaksi berjalan ke arah kanan saja. Ini pembuktian
dengan waktu yang sangat panjang, Xe dapat digunakan karena Xe >> XA
2. Tinjauan Kinetika
Pada Reaktor RATB ( Reaktor Alir Tangki Berpengaduk)
Fv CAO

V
F v CA
Rate of Input – Rate of Output = Rate of Accumulation
Fv . CAO – [Fv CA + (-rA) V] = 0
Fv . CAO – Fv CA - (-rA) V = 0
Fv . (CAO - CA) = (-rA) V

C AO  C A
V
=
FV
  rA 

 =

C AO  C A
  rA 

Sehingga bila di ketahui  dan konversi maka (-rA) dapat dihitung :
Reaksi yang terjadi :
C4H10O2 + C3H6
A

+

B

 C3H6O + C4H10O

C
+ D

Koefisien persamaan reaksi kimia merupakan bilangan bulat sederhana
sehingga dikategorikan sebagai reaksi elementer, maka orde reaksi mengikuti
jumlah koefisien pada persamaan reaksi kimia maka :
(-rA) = K1 . CA . CB - K2 . CC . CD
Dari data literatur diperoleh konversi 0,98 ( = 1) maka persamaan kecepatan
diatas menunjukan bahwa K1 >>> K2 sehingga dianggap (-rA) = K1 . CA . CB
maka :

 =

C AO . X A
K1 C A C B

CA = CAO (1-XA)
CB = CBO – CAO . XA
 C

= CAO  BO  X A 
 C AO


= CAO (M –XA)
maka :  =

K1 C AO

2

C AO . X A
1  X A  M  X A 

sehingga dapat dihitung harga K1 :
K1 =

K1 =

 C AO

2

C AO . X A
1  X A  M  X A 

C AO . X A
 C AO 1  X A  M  X A 

Menentukan konsentrasi awal Tert Butyl Hydroperoxide (t-BH) = CAO
Komponen

BM

Kg/jam

Kgmol/jam

 =

V= m / 

C3H6

42

5569,7206

132,6124

g/cm3
0,612

C3H8

44

27,9885

0,6361

0,582

48,09

C4H10O2

90

5967,5578

66,3062

0,867

6882,99

H2O

18

29,9877

1,6660

0,98

30,59

MoO3

144

9,5481

0,0663

4,692

2,03

9099,67

Fv = 16063,37 lt/jam

Konsentrasi awal tBH (C4H10O2) =

66,3062 kgmol / jam
16063,37 lt / jam

= 0,004127 Kgmol/lt

Dari literatur diperoleh :

 = 2 jam
XA = 0,98
Maka dapat diperoleh K1 :
K1=

C AO . X A
 C AO 1  X A  M  X A 

=

0,98
jam 1  0,98 2  0,98

 2 jam   0,004127 kgmol /

Kaidah Teen Degree’s Rule :
Setiap kenaikan 10 oC harga K menjadi 2 x lipatnya
T1 = 358 K

K1 = 582,0119 lt/kgmol j

T2 = (T+10) K

K2 = 2 x K1

= 358 + 10

= 2 x 582,0119

= 368 K

= 1164,0226 lt/kgmol j

Pendekatan dengan persamaan Empiris Arhenius
K = A e –E/RT
Atau ln K = ln A ln K = ln A -

E
RT
B
T

B

ln K1 = ln A - T
1
B

ln K2 = ln A - T
2
 K 
 1
1

ln  1  = B 
 T1 T2
 K2 
 582,0113 

 1164 ,0226 

ln 







1
1 


 358 368 

= B

- 0,69314718 = B (7,5904785.10-5)
B = - 9131,79822
B

ln K1 = ln A + T
1
  9131,79822 

358



ln 582,0113 = ln A + 

ln A = 31,87430612
A = 6,9636.1013
Maka diperoleh harga K = f(T)
K = 6,9636.1013 e –9131,79822/T lt/kgmoljam

BAB II
URAIAN PROSES

Proses pembuatan Propylene Oxide dari Tert-Butyl Hydroperoxide dan
Propylene dengan Proses Hydroperoxide terdiri dari 2 bagian utama, yaitu :
A. Reaksi kimia
B. Separasi dan purifikasi
Reaksi kimia dilangsungkan dalam 2 buah Reaktor Autoclave yang
disusun seri. Separasi dan Purifikasi dilakukan berdasarkan perbedaan titik didih
dan volatilitas bahan dengan mengunakan Menara Distilasi.
A. Reaksi Kimia
Proses reaksi kimia diawali dengan mengalirkan bahan baku, yaitu TertButyl Hydroperoxide dan Propylene ke dalam reaktor. Sebelum sampai di reaktor
kedua bahan baku dipanaskan dari temperatur penyimpanan hingga temperatur 85
o

C. Tert Butyl Hydroperoxide disimpan pada temperatur 30 oC dan tekanan 1 atm

dan Propylene disimpan pada temperatur 30 oC dan tekanan 13 atm. Kemudian
Propylene dicampur dengan Propylene daur ulang sisa reaksi yang berasal dari
unit separasi. Sedangkan Tert Butyl Hydroperoxide dicampurkan dengan
katalisator Molybdenum Trioxide di dalam Mixer selama 1 jam. Dan selanjutnya
bahan campuran tersebut direaksikan dalam reaktor.
Reaksi kimia dalam reaktor dilangsungkan pada temperatur 85 oC dan
tekanan 37,4 atm dengan perbandingan reaktan 2 mol Propylene per mol
hydroperoxide. Katalisator yang digunakan ialah Molybdenum Trioxide dengan
konsentrasi 0,001 mol per mol hydroperoxide. Waktu tinggal dalam reaktor 2 jam
dengan total konversi 98 %. Oleh karena reaksi bersifat Endotermis, maka reaktor
dilengkapi dengan coil pemanas. Sebagai bahan pemanas digunakan steam dengan
temperatur 130 oC atau 291,6 oF dan tekanan 3 atm.

B. Separasi dan purifikasi
Setelah keluar dari reaktor selanjutnya bahan dialirkan ke unit separasi dan
purifikasi untuk memisahkan produk dari reaktan sisa reaksi. Menara Distilasi
MD-1 berfungsi untuk memisahkan fraksi ringan dan fraksi berat yang terdapat
dalam arus keluar reaktor. Fraksi ringan yang terdiri dari Propylene sisa reaksi
akan terdistribusi ke puncak Menara Distilasi dan keluar sebagai recycle dan
dialirkan kembali ke reaktor. Sementara fraksi berat yang terdiri dari Propylene
Oxide sebagai produk utama, Tert-Butyl Hydroperoxide sisa reaksi dan Tert-Butyl
Alcohol sebagai produk tambahan akan terdistribusi ke dasar Menara Distilasi dan
keluar sebagai hasil bawah.
Hasil bawah Menara Distilasi (MD-01) selanjutnya dialirkan ke Menara
Distilasi (MD-02) untuk memisahkan antara Propylene Oxide produk, dimana
Propylene Oxide yang merupakan fraksi yang lebih ringan akan terdistribusi ke
puncak Menara Distilasi dan Tert Butyl Alcohol sebagai fraksi yang lebih berat
akan terdistribusi ke bawah Menara Distilasi. Kemudian Propylene Oxide sebagai
hasil atas didinginkan dan disimpan dalam tangki produk. Disamping sebagai alat
pemisah, Menara Distilasi (MD-02) juga sekaligus merupakan alat purifikasi,
dimana Propylene Oxide produk yang keluar dari atas Menara Distilasi memiliki
kemurinan 99 %.
Sementara itu Menara Distilasi (MD-03) untuk memisahkan antara TertButyl Hydroperoxide sisa reaksi dan Tert-Butyl Alcohol sebagai produk
tambahan. Sebagai fraksi yang lebih ringan Tert-Butyl Alcohol terdistribusi ke
puncak Menara Distilasi, sementara Tert-Butyl Hydroperoxide sisa reaksi yang
keluar sebagai hasil dasar Menara Distilasi (MD-03) dialirkan ke Tangki limbah.
Hasil atas Menara Distilasi (MD-03) terdiri dari Tert-Butyl Alcohol 99 %
merupakan produk tambahan yang kemudian didinginkan dan ditampung dalam
tangki produk tambahan. Sedangkan hasil bawah mengandung Tert-Butyl
Hydroperoxide, Molybdenum Trioxide dan Air yang selanjutnya dialirkan ke
Tangki limbah.

BAB III
SPESIFIKASI BAHAN

A. Bahan baku
1. Propylene
Rumus molekul

: C3H6

Berat Molekul

: 42,08

Titik didih normal

: -46 oC

Titik beku

: -185,1 oC

Densitas cairan

: 0,5193 kg.lt (pada 20 oC)

Kelarutan

: larut dalam air dan alkohol

Temperatur kritis

: 91,8 oC

Tekanan kritis

: 45,6 atm

Panas reaksi standar

: -6,9 kcal/mol

Fase

: Cair

Kemurnian

: 99,5 %

- Propana (C3H8) : 0,5 %
2. Tert-Butyl Hidroperoxide
Rumus molekul

: C4H10O2

Berat Molekul

: 90,12

Titik didih normal

: 107,3 oC

Titik beku

: -71 oC

Densitas cairan

: 0,896 kg.lt (pada 20 oC)

Kelarutan

: larut dalam air dan alkohol

Temperatur kritis

: 263 oC

Tekanan kritis

: 38,2 atm

Panas reaksi standar

: -94,7 kcal/mol

Fase

: Cair

Kemurnian

: 99,5 %

- Air (H2O) : 0,5 %

B. Produk Utama : Propylene Oxide
Rumus molekul

: C3H6O

Berat Molekul

: 58,08

Titik didih normal

: 38 oC

Titik beku

: -112 oC

Densitas cairan

: 0,8287 kg.lt (pada 20 oC)

Kelarutan

: larut dalam air dan alkohol

Temperatur kritis

: 209 oC

Tekanan kritis

: 46,6 atm

Panas reaksi standar

: -22,17 kcal/mol

Fase

: Cair

Kemurnian

: 99 %

C. Produk Tambahan : Tert-Butyl Alcohol
Rumus molekul

: C4H10O

Berat Molekul

: 74,12

Titik didih normal

: 82,3 oC

Titik beku

: 25 oC

Densitas cairan

: 0,7887 kg.lt (pada 20 oC)

Kelarutan

: larut dalam air dan alkohol

Temperatur kritis

: 233 oC

Tekanan kritis

: 49 atm

Panas reaksi standar

: -74,67 kcal/mol

Fase

: Cair

Kemurnian

: 99,5 %

D. Katalisator : Molydenum Trioxide
Rumus molekul

: MoO3

Berat Molekul

: 144

Kelarutan

: 2,179 gr/100 gr air (pada 85 oC) dan alkohol

Kemurnian

: 99,99 %

Fase

: Padat (powder)

BAB IV
SPESIFIKASI ALAT

1. Reaktor (R-01)
Fungsi

: Mereaksikan Tert-Butyl Hydroperoxide dengan Propylene

Type alat

: Reaktor Autoclave

Diameter

: 3,20 m

Tinggi

: 4,80 m

Tebal dinding : 4 in
Diameter coil : 7,045182 ft
Jumlah coil

: 10 lilitan

Tinggi coil

: 1,0659 m

Bahan isolator : busa urethane
Tebal isolator : 3 in
Type head

: elliptical

Pemanas

: steam (130 oC, 2,68 atm)

Agitator

: type impeller

: Marine dengan 3-blade

: diameter impeller

: 106,66 cm

: kecepatan putaran

: 60 rpm

: power motor

: 2 Hp

Bahan konstruksi

: stainless steel type SA 333

Jumlah

: 2 buah

Harga

: US $ 52.331,-

2. Menara Distilasi (MD-01)
Fungsi : Memisahkan Propylene sisa reaksi ke hasil atas dan Propylene Oxide
hasil reaksi sebagai produk ke hasil bawah menara
Diameter dalam

: 1,821 m

Type pelat

: sieve tray

Jarak antar pelat

: 0,25 m

Jumlah pelat

: 59 buah

Tinggi menara

: 18,51 m

Tebal dinding

: 5/16 in

Type head

: torispherical

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA 178 grade C

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 7.281,-

3. Menara Distilasi (MD-02)
Fungsi : Memisahkan Propylene Oxide hasil reaksi ke hasil atas dan Tert
Butyl Alcohol hasil sebagai produk tambahan reaksi ke hasil
bawah menara.
Diameter dalam

: 1,786 m

Type pelat

: sieve tray

Jarak antar pelat

: 0,25 m

Jumlah pelat

: 26 buah

Tinggi menara

: 10,05 m

Tebal dinding

: 3/16 in

Type head

: torispherical

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA 178 grade C

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 7.281,-

4. Menara Distilasi (MD-03)
Fungsi : Memisahkan Tert-Butyl Alcohol hasil reaksi ke hasil atas
dan tert-butyl

hidroperoxide

menara.
Diameter dalam

: 2,196 m

Type pelat

: sieve tray

Jarak antar pelat

: 0,25 in

Jumlah pelat

: 60 buah

Tinggi menara

: 18,83 m

Tebal dinding

: 4/16 in

Type head

: torispherical

sisa reaksi ke hasil bawah

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA 178 grade B

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 7.281,-

5. Condensor (C-01)
Fungsi : Mengembunkan uap yang keluar dari puncak Menara Distilasi
(MD-1)
Type alat

: Shell & Tube Condensor

Luas bidang transfer panas

: 1416,09 ft2

Shell side

: diameter, ID

: 25 in

: Jumlah pass

:1

: Baffle spacing

: 12,5 in

: panjang pipa

: 16 ft

: Diameter

: ¾ in, 16 BWG

: jumlah pipa

: 506

: susunan pipa

: 1 in, Triangular pitch

: jumlah pass

: 2

Tube

Bahan konstruksi

: Stainless Steel

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 47.780,-

6. Condensor (C-02)
Fungsi : Mengembunkan uap yang keluar dari puncak Menara Distilasi
(MD-2)
Type alat

: Shell & Tube Condensor

Luas bidang transfer panas

: 1588,66 ft2

Shell side

: diameter, ID

: 27 in

: Jumlah pass

:1

: Baffle spacing

: 13,5 in

: panjang pipa

: 16 ft

: Diameter

: 1 in, 16 BWG

: jumlah pipa

: 460

: susunan pipa

: 3/4 in, square pitch

Tube

: jumlah pass

7.

Bahan konstruksi

: Stainless Steel

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 50.056,-

: 2

Condensor (C-03)
Fungsi : Mengembunkan uap yang keluar dari puncak menara distilasi
(MD-3)
Type alat

: Shell & Tube Condensor

Luas bidang transfer panas

: 831,34 ft2

Shell side

: diameter, ID

: 21 ¼ in

: Jumlah pass

:1

: Baffle spacing

: 10,625 in

: panjang pipa

: 16 ft

: Diameter

: ¾ in, 16 BWG

: jumlah pipa

: 270

: susunan pipa

: 1 in, square pitch

: jumlah pass

: 2

Tube

Bahan konstruksi

: Stainless Steel

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 40.955,-

8. Accumulator (ACC-01)
Fungsi

: Menampung cairan hasil kondensasi yang keluar dari
Condensor (C-1)

Type alat

: Tangki silinder Horisontal

Diameter

: 0,90 m

Panjang

: 1,8 m

Tebal dinding : 4/16 in
Type Head

: elliptical

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA 178 grade C

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 4.095,-

9. Accumulator (ACC-02)
Fungsi

: Menampung cairan hasil kondensasi yang keluar dari
Condensor (C-2)

Type alat

: Tangki silinder Horisontal

Diameter

: 0,90 m

Panjang

: 1,80 m

Tebal dinding : 3/16 in
Type Head

: elliptical

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA 178 grade C

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 5.461,-

10. Accumulator (ACC-03)
Fungsi

: Menampung cairan hasil kondensasi yang keluar dari
Condensor (C-3)

Type alat

: Tangki silinder Horisontal

Diameter

: 0,99 m

Panjang

: 1,97 m

Tebal dinding : 3/16 in
Type Head

: elliptical

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA 178 grade C

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 6.371,-

11. Reboiler (RB-01)
Fungsi

: Menguapkan kembali sejumlah cairan yang keluar dari
dasar Menara Distilasi (MD-1)

Type alat

: Shell & Tube Kettle Reboiler

Luas bidang transfer panas

: 1381 ft2

Shell side

: diameter shell

: 27 in

: Jumlah pass

:1

: panjang pipa

: 16 ft

: diameter, OD

: ¾ in, 16 BWG

Tube side

: jumlah pipa

: 432

: susunan pipa

: 1 in, square pitch

: jumlah pass

: 4

Bahan konstruksi

: Stainless Steel

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 47.780,-

12. Reboiler (RB-02)
Fungsi

: Menguapkan kembali sejumlah cairan yang keluar dari
dasar Menara Distilasi (MD-2)

Type alat

: Shell & Tube Kettle Reboiler

Luas bidang transfer panas

: 307,98 ft2

Shell side

: diameter shell

: 13 1/4 in

: Jumlah pass

:1

: panjang pipa

: 16 ft

: diameter, OD

: ¾ in, 16 BWG

: jumlah pipa

: 938

: susunan pipa

: 1 in, Square pitch

: jumlah pass

: 2

Tube side

Bahan konstruksi

: Stainless Steel

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 22.753,-

13. Reboiler (RB-03)
Fungsi

: Menguapkan kembali sejumlah cairan yang keluar dari
dasar Menara Distilasi (MD-3)

Type alat

: Shell & Tube Kettle Reboiler

Luas bidang transfer panas

: 611,59 ft2

Shell side

: diameter shell

: 19 1/4 in

: Jumlah pass

:1

: panjang pipa

: 16 ft

: diameter, OD

: 1 in, 16 BWG

: jumlah pipa

: 220

Tube side

: susunan pipa

: 1 in Square pitch

: jumlah pass

: 2

Bahan konstruksi

: Stainless Steel

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 31.854,-

14. Heat Exchanger (HE-01)
Fungsi

: Memanaskan Tert-Butyl Hydroperoxide umpan segar

Type alat

: Double Pipe Heat Exchanger

Luas bidang transfer panas : 31,27 ft2
Panjang pipa

: 16 ft

Ukuran pipa luar inner pipe : 2,38 in, schedule no. 40
Ukuran pipa luar annulus

: 3,5 in, schedule no. 40

Jumlah hairpin

: 1

Bahan konstruksi

: Stainless Steel

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 5006,-

15. Heat Exchanger (HE-02)
Fungsi

: Memanaskan Propylene umpan segar dan Propylene
recycle dari hasil atas Menara Distilasi (MD-02).

Type alat

: Double Pipe Heat Exchanger

Luas bidang transfer panas : 50, 00 ft2
Panjang pipa

: 16 ft

Ukuran pipa luar inner pipe : 2,38 in, schedule no. 40
Ukuran pipa luar annulus

: 3,5 in, schedule no. 40

Jumlah hairpin

: 2

Bahan konstruksi

: Stainless Steel

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 6.826,-

16. Heat Exchanger (HE-03)
Fungsi

: Mendinginkan hasil keluar dari Reaktor menuju Menara
Distilasi (MD-1).

Type alat

: Shell & Tube Heat Exchanger

Luas bidang transfer panas

: 318,113 ft2

Shell side

: diameter,ID

: 13 ¼ in

: jumlah pass

: 1

: baffle spacing

: 6,63 in

: panjang pipa

: 16 ft

: diameter, OD

: ¾ in, 10 BWG

: jumlah pipa

: 90

: susunan pipa

: 1 in square pitch

: jumlah pass

: 2

Tube side

Bahan konstruksi

: Stainless Steel

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 27.303,-

17. Heat Exchanger (HE-04)
Fungsi

: Mendinginkan hasil bawah dari Menara Distilasi
(MD-01) menuju Menara Distilasi (MD-02)

Type alat

: Double Pipe Heat Exchanger

Luas bidang transfer panas : 59,48 ft2
Panjang pipa

: 13 ft

Ukuran pipa luar inner pipe : 3,58 in, schedule no. 40
Ukuran pipa luar annulus

: 6,63 in, schedule no. 40

Jumlah hairpin

: 3

Bahan konstruksi

: Stainless Steel

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 9.101,-

18. Heat Exchanger (HE-05)
Fungsi

: Mendinginkan hasil bawah Menara Distilasi menuju
Menara Distilasi (MD-03)

Type alat

: Double Pipe Heat Exchanger

Luas bidang transfer panas : 8,25 ft2
Panjang pipa

: 10 ft

Ukuran pipa luar inner pipe : 3,58 in, schedule no. 40
Ukuran pipa luar annulus

: 4,63 in, schedule no. 40

Jumlah hairpin

: 1/2

Bahan konstruksi

: Stainless Steel

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 3.185,-

19. Heat Exchanger (HE-06)
Fungsi

: Mendinginkan produk Propylene Oxide hasil atas Menara
Distilasi (MD-2) menuju Tangki (T-03)

Type alat

: Double Pipe Heat Exchanger

Luas bidang transfer panas : 34,89 ft2
Panjang pipa

: 12 ft

Ukuran pipa luar inner pipe : 3,58 in, schedule no. 40
Ukuran pipa luar annulus

: 4,63 in, schedule no. 40

Jumlah hairpin

: 2

Bahan konstruksi

: Stainless Steel

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 6.826,-

20. Heat Exchanger (HE-07)
Fungsi

: Mendinginkan produk tambahan Tert-Butyl Alcohol hasil
atas Menara Distilasi (MD-3) menuju Tangki (T-04)

Type alat

: Shell & Tube Heat Exchanger

Luas bidang transfer panas : 105,7106 ft2
Shell side

Tube side

: diameter,ID

: 8 in

: jumlah pass

: 2

: baffle spacing

: 12 in

: panjang pipa

: 8 ft

: diameter, OD

: ¾ in, 10 BWG

: jumlah pipa

: 32

: susunan pipa

: 1 in square pitch

: jumlah pass

: 2

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 11.376,-

21. Heat Exchanger (HE-08)
Fungsi

: Mendinginkan hasil bawah berupa Limbah Menara
Distilasi (MD-03) menuju Tangki (T-05).

Type alat

: Double Pipe Heat Exchanger

Luas bidang transfer panas : 6,84 ft2
Panjang pipa

: 16 ft

Ukuran pipa luar inner pipe : 84 in, schedule no. 40
Ukuran pipa luar annulus

: 1,32 in, schedule no. 40

Jumlah hairpin

: 1

Bahan konstruksi

: Stainless Steel

Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 3.640,-

22. Tangki (T-01)
Fungsi

: Menyimpan bahan baku Tert-Butyl Hydroperoxide untuk
persediaan selama 1 bulan

Type alat

: Tangki Silinder Vertical

Diameter

: 19,652 m

Panjang

: 9,826 m

Tebal dinding

: 0,4799 in

Type clossure

: Elliptical roff

Bahan konstuksi : Carbon Steel type SA 178 grade C
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 273.031,-

23. Tangki (T-02)
Fungsi

: Menyimpan bahan baku Propylene untuk persediaan
selama 10 hari

Type alat

: Tangki Silinder Horisontal

Diameter

: 6,03 m

Panjang

: 24,14 m

Tebal dinding

: 3/16 in

Bahan konstuksi : Carbon Steel SA 178 grade C
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 341.289,-

24. Tangki (T-03)
Fungsi

: Menyimpan produk Propylene Oxide untuk jangka waktu
1 bulan

Type alat

: Tangki Silinder Vertical

Diameter

: 17,187 m

Panjang

: 8,593 m

Tebal dinding

: 0,3606 in

Type clossure

: Elliptical roff

Bahan konstuksi : Carbon Steel type SA 178 grade C
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 182.021,-

24. Tangki (T-04)
Fungsi

: Menyimpan produk Tert-Butyl Alcohol untuk
persediaan selama 1 bulan

Type alat

: Tangki Silinder Vertical

Diameter

: 18,843 m

Panjang

: 9,422 m

Tebal dinding

: 0,3699 in

Type clossure

: Elliptical roff

Bahan konstuksi : Carbon Steel type SA 178 grade C
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 227.526,-

25. Tangki (T-05)
Fungsi

: Menyimpan Limbah untuk persediaan selama 1 bulan

Type alat

: Tangki Silinder Vertical

Diameter

: 7,117 m

Panjang

: 3,558 m

Tebal dinding

: 0,1865 in

Type clossure

: Elliptical roff

Bahan konstuksi : Carbon Steel type SA 178 grade C
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 34.129,-

26. Pompa (P-01)
Fungsi

: Mengalirkan bahan baku Tert-Butyl Hydroperoxide dari
Truck ke Tangki penyimpanan (T-01)

Type alat

: Single Stage Centrifugal Pump

Kapasitas

: 0,055781 m3/dt

Ukuran pipa

: 8,0 in IPS no. schedule 40

Power motor

: 10,215 Hp

Ukuran motor

: 12,5 Hp, 1750 rpm, 3-phase, 220/240 V

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 2.503,-

27. Pompa (P-02)
Fungsi

: Mengalirkan bahan baku Propylene dari Truck ke
Tangki penyimpanan (T-02)

Type alat

: Single Stage Centrifugal Pump

Kapasitas

: 0,037543 m3/dt

Ukuran pipa

: 8,0 in IPS no. schedule 40

Power motor

: 4,596 Hp

Ukuran motor

: 5,0 Hp, 1500 rpm, 3-phase, 220/240 V

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 2.048,-

28. Pompa (P-03)
Fungsi

: Mengalirkan Tert-Butyl Hydroperoxide dari Tangki
bahan baku (T-01) menuju ke Mixer (M-01).

Type alat

: Single Stage Centrifugal Pump

Kapasitas

: 0,001920 m3/dt

Ukuran pipa

: 1,5 in IPS no. schedule 40

Power motor

: 0,543 Hp

Ukuran motor

: 0,5 Hp, 1500 rpm, 3-phase, 220/240 V

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 2.048,-

29. Pompa (P-04)
Fungsi

: Mengalirkan Propylene dari Tangki bahan baku (T-02)
menuju ke Reaktor (R-01).

Type alat

: Single Stage Centrifugal Pump

Kapasitas

: 0,001252 m3/dt

Ukuran pipa

: 1,0 in IPS no. schedule 40

Power motor

: 8,758 Hp

Ukuran motor

: 10 Hp, 1500 rpm, 3-phase, 220/240 V

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 1.138,-

30. Pompa (P-05)
Fungsi

: Mengalirkan Campuran dari Mixer (M-01) menuju ke
Reaktor (R-01).

Type alat

: Single Stage Centrifugal Pump

Kapasitas

: 0,00191m3/dt

Ukuran pipa

: 1,5 in IPS no. schedule 40

Power motor

: 19,644 Hp

Ukuran motor

: 20 Hp, 1750 rpm, 3-phase, 220/240 V

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 1.251,-

31. Pompa (P-06)

Fungsi

: Mengalirkan Propylene dari hasil atas Menara Distilasi
(MD-01) menuju ke puncak Menara sebagai Refluk.

Type alat

: Single Stage Centrifugal Pump

Kapasitas

: 0,003613 m3/dt

Ukuran pipa

: 1,5

Power motor

: 1,408 Hp

Ukuran motor

: 1,5 Hp, 1750 rpm, 3-phase, 220/240 V

in IPS no. schedule 40

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 1.365,-

32. Pompa (P-07)
Fungsi

: Mengalirkan Propylene dari hasil atas Menara Distilasi
(MD-01) menuju ke Reaktor (R-01) sebagai Recycle.

Type alat

: Single Stage Centrifugal Pump

Kapasitas

: 0,001290 m3/dt

Ukuran pipa

: 1,0 in IPS no. schedule 40

Power motor

: 11,882 Hp

Ukuran motor

: 12,5 Hp, 1750 rpm, 3-phase, 220/240 V

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 910,-

33. Pompa (P-08)
Fungsi

: Mengalirkan hasil bawah Menara Distilasi (MD-02)
menuju ke Menara Distilasi (MD-03) sebagai umpan.

Type alat

: Single Stage Centrifugal Pump

Kapasitas

: 0,002344 m3/dt

Ukuran pipa

: 1,5 in IPS no. schedule 40

Power motor

: 0,182 Hp

Ukuran motor

: 0,5 Hp, 1500 rpm, 3-phase, 220/240 V

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 1.024,-

34. Pompa (P-09)
Fungsi

: Mengalirkan Propylene Oxide hasil atas Menara Distilasi
(MD-02) menuju ke Tangki Penyimpanan (T-03) sebagai
produk utama.

Type alat

: Single Stage Centrifugal Pump

Kapasitas

: 0,001272 m3/dt

Ukuran pipa

: 1,0 in IPS no. schedule 40

Power motor

: 0,267Hp

Ukuran motor

: 0,5 Hp, 1750 rpm, 3-phase, 220/240 V

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 683,-

35. Pompa (P-10)
Fungsi

: Mengalirkan Tert-Butyl Alcohol hasil atas Menara
Distilasi (MD-03) menuju ke Tangki Penyimpanan
(T-04) sebagai produk tambahan.

Type alat

: Single Stage Centrifugal Pump

Kapasitas

: 0,001734 m3/dt

Ukuran pipa

: 1,5 in IPS no. schedule 40

Power motor

: 0,363 Hp

Ukuran motor

:

0,5 Hp, 1750 rpm, 3-phase, 220/240 V

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 569,-

36. Pompa (P-11)
Fungsi

: Mengalirkan hasil bawah Menara Distilasi (MD-03)
menuju ke Tangki Penyimpanan (T-05) sebagai limbah.

Type alat

: Single Stage Centrifugal Pump

Kapasitas

: 0,000045 m3/dt

Ukuran pipa

: 0,5 in IPS no. schedule 40

Power motor

: 0,002 Hp

Ukuran motor

: 0,5 Hp, 1750 rpm, 3-phase, 220/240 V

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 455,-

37. Pompa (P-12)
Fungsi

: Mengalirkan produk utama Propylene Oxide dari Tangki
Penyimpanan (T-03) ke truck pengangkutan.

Type alat

: Single Stage Centrifugal Pump

Kapasitas

: 0,038123 m3/dt

Ukuran pipa

: 6,0 in IPS no. schedule 40

Power motor

: 4,145 Hp

Ukuran motor

: 5,0 Hp, 1750 rpm, 3-phase, 220/240 V

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 2.048,-

38. Pompa (P-13)
Fungsi

: Mengalirkan produk tambahan Tert-Butyl Hydroperoxide
dari Tangki Penyimpanan (T-04) ke truck pengangkutan.

Type alat

: Single Stage Centrifugal Pump

Kapasitas

: 0,052208 m3/dt

Ukuran pipa

: 8,0 in IPS no. schedule 40

Power motor

: 5,136 Hp

Ukuran motor

: 7,5 Hp, 3600 rpm, 3-phase, 220/240 V

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 2.958,-

39. Pompa (P-14)
Fungsi

: Mengalirkan Limbah dari Tangki Penyimpanan (T-05)
ke truck pengangkutan.

Type alat

: Single Stage Centrifugal Pump

Kapasitas

: 0,001511 m3/dt

Ukuran pipa

: 1,5 in IPS no. schedule 40

Power motor

: 0,195 Hp

Ukuran motor

: 0,5 Hp, 1750 rpm, 3-phase, 220/240 V

Bahan konstruksi : Stainless Steel
Jumlah

: 1 buah

Harga

: US $ 569,-

BAB V
NERACA MASSA

A. Neraca massa total
Umpan, kg.jam
Propylene :
C3H6

= 2743,3659

Produk, kg/jam
Propylene Oxide :
2757,1516 C3H6

=

14,2028

C3H8

=

13,7857

C3H8 = 13,7857

3787,8787

C3H6O = 3750,00
C4H10O =
t-ButylHydroperoxide:

Tert-Butyl Alcohol :

C4H10O2 = 5967,5578
H2O

= 29,9877

9,8902

C3H6O

=

18,8442

5997,5455 C4H10O = 4750,6488
C4H10O2 =

Molybdenum Trioxide :

4798,6353

29,1423

Limbah :

MoO3 = 9,5481

9,5481

C4H10O = 47,9864

177,7312

C4H10O2 = 90,2090
H2O
MoO3
jumlah

8764,2452

B. Neraca massa disekitar alat

= 29,9877
= 9,5481
Jumlah

8764,2452

1. Neraca Massa Total disekitar Reaktor
Umpan, kg/jam
Propylene
C3H6 = 5569,7206
C3H8 =

Produk, kg/jam
5597,7091

27,9885

C3H6

= 2840,5575

C3H8

=

t-butyl hydroperoxide :

C3H6O

= 3768,8443

C4H10O2 = 5967,5578

C4H10O

= 4808,5254

H2O

=

29,9867

MoO3

=

9,5481

6007,0936

27,9885

C4H10O2 = 119,3512
H2O

= 29,9877

MoO3
= 9,5481
11.604,8027 Jumlah
11.604,8027

Jumlah

2. Mixer
Umpan, kg/jam
t-butyl hydroperoxide :

Produk, kg/jam

C4H10O2

= 9945,930

C4H10O2 = 9945,930

H2O

=

H2O

=

MoO3

=

50,024

Molybdenum Trioxide :
MoO3

=

15,913
Jumlah

50,024
15,913
Jumlah

3. Reaktor (R-1)
Umpan, kg/jam
C3H6
= 5569,7206

Produk, kg/jam

C3H8

=

27,9885

5597,7091

C3H6

= 3161,0339

C4H10O2 = 5967,5578

C3H8

=

H2O

C3H6 O = 3326,2818

= 29,9867

MoO3 = 9,5481

27,9885

C4H10O = 4243,8768
C4H10O2 = 806,0862
6007,0936

Jumlah

11.604,8027

H2O

=

29,9877

MoO3

=

9,5481

Jumlah

=

11.604,8027

4. Reaktor (R-2)
C3H6

Umpan, kg/jam
= 3161,0339

C3H6

C3H8

=

C3H8

=

C3H6 O = 3326,2818

C3H6O

= 3768,8443

C4H10O = 4243,8768

C4H10O = 4808,5254

C4H10O2 =

H2O

H2O

=

27,9885

806,0862
29,9877

Produk, kg/jam
= 2840,5575
27,9885

=

C4H10O2 =

MoO3 =
9,5481
Jumlah = 11.604,8027

119,3512
29,9877

MoO3
=
9,5481
Jumlah = 11.604,8027

5. Menara Distilasi (MD-1)
Umpan, kg/jam

Produk, kg/jam
Hasil atas :

C3H6

= 2840,5575

C3H6

= 282,3547

C3H8

= 27,9885

C3H8

= 14,2028

2840,5575

C3H6O

= 3768,8443

Hasil bawah :

C4H10O = 4808,5254

C3H6

= 14,2028

C4H10O2 = 119,3512

C3H8

= 13,7857

H2O

= 29,9877

C3H6O

= 3768,8443

MoO3

= 9,5481

C4H10O = 4808,5254

8764,2452

C4H10O2 = 119,3512
H2O
Jumlah

11.604,8027

= 29,9877

MoO3 = 9,5481
Jumlah

11.604,8027

6. Menara Distilasi (MD-2)
C3H6

Umpan, kg/jam
= 14,2028

Produk, kg/jam
Hasil atas :

C3H8

= 13,7857

C3H6

= 14,2028

C3H6O

= 3768,8443

C3H8

= 13,7857

C4H10O = 4808,5254

C3H6O = 3750

C4H10O2 = 119,3512

C4H10O = 9,8902

H2O

= 29,9877

Hasil bawah :

MoO3

= 9,5481

C3H6O

3.787,8787

= 18,8442

C4H10O = 4798,6352
C4H10O2 = 119,9877
H2O
Jumlah

8.764,2452

4.976,3664

= 29,9877

MoO3 = 9,5481
Jumlah

8.764,2452

7. Menara Distilasi (MD-3)
C3H6O

Umpan, kg/jam
= 18,8442

Produk, kg/jam
Hasil atas :

C4H10O = 4798,6352

C3H6O

= 18,8442

C4H10O2 = 119,9877

C4H10O = 4750,6488

H2O

= 29,9877

C4H10O2 = 29,1423

MoO3

= 9,5481

Hasil bawah :

4798,6353

C4H10O = 47,9864
C4H10O2 = 90,2090
H2O
Jumlah

4.976,3664

177,7312

= 29,9877

MoO3 = 9,5481
Jumlah

4.976,3664

BAB VI
NERACA PANAS

1. Reaktor (R-1)
Komponen
C3H6

Panas masuk (kcal/jam)
167672,4663

Panas keluar (kcal/jam)
95160,6691

651,7989

651,7987

C3H6O

0

16199,64505

C4H10O

0

57423,0946

C4H10O2

119928,0239

91709,0315

610,4557

610,4557

75,7371
243.724,5156

75,7371

C3H8

H2O
MoO3
Steam pemanas
Panas reaksi

274439,3125

Hilang kesekeliling
Jumlah

532662,9756

0,6631
532662,9756

Panas masuk (kcal/jam)
95160,6691

Panas keluar (kcal/jam)
93630,9861

651,7987

651,7987

C3H6O

16199,64505

58634,4713

C4H10O

57423,0946

93643,6919

C4H10O2

91709,0315

14011,42839

610,4557

610,4557

75,7371
243.724,5156

75,7371

2. Reaktor (R-2)
Komponen
C3H6
C3H8

H2O
MoO3
Steam pemanas
Panas reaksi
Hilang kesekeliling
Jumlah

274439,3125
532662,9756

0,6631
532662,9756

Gambar 2. Diagram Alir Kualitatif

Gambar 3. Diagram Alir Kuantitatif

BAB VII
TATA LETAK PABRIK

A. Lokasi Dan Tata Letak Pabrik
Letak pabrik sangat mempengaruhi kelangsungan hidup suatu pabrik.
Dalam menentukan lokasi perlu diperhitungkan secara matang, sehingga dapat
menguntungkan perusahaan baik ditinjau dari segi teknik maupun ekonomi.
Luas tanah yang diperlukan 30.000 m 2 yang mencakup tanah untuk area
proses, unit utilitas, perkantoran, serta sarana penunjang lainnya.
Direncanakan pabrik didirikan didaerah Serang-Jawa barat dengan
pertimbangan :
1. Penyediaan bahan baku
Hal ini berkaitan dengan kebutuhan bahan baku Propylene yang
direncanakan dipasok dari PT. Candra Asri Cilegon yang tidak terlampau jauh
lokasinya. Sehingga dengan demikian distribusi dan transportasi bahan dapat
menjadi lancar, mudah, dan murah.
2. Lokasi strategis
Hal ini mengingat lokasi yang dimaksud merupakan wilayah yang
dikembangkan menjadi area perindustrian sesuai rencana tata letak kota,
sehingga sesuai dengan peruntukannya serta telah terpenuhnya berbagai sarana
penunjang, seperti lalu lintas, transportasi, energi listrik, sarana air bersih, serta
saluran pembuangan limbah.
Disamping itu dengan lokasi pabrik yang berada disekitar pelabuhan akan
mempelancar dan mempercepat keperluan export-import maupun perdagangan
domestik.
3. Sumber daya manusia
Sebagian besar karyawan diambil dari daerah sekitar sehingga memberikan
kesempatan kerja serta turut memajukan pembangunan dan kesejahteraan
warga sekitar.

Gambar 4. Tata Letak Pabrik

B. Tata letak alat
Perencanaan tata letak alat proses didasarkan atas pertimbangan :
1. Pemanfaatan lahan secara efektif dan effisien
2. Letak alat diatur sehingga memberikan cukup ruang untuk keperluan
maintenance dan sarana pemadam kebakaran saat diperlukan
3. Pengaturan letak alat demi keamanan dan kelancaran proses produksi serta
keselamatan kerja.

Gambar 5. Tata Letak Alat Proses

BAB VIII
UTILITAS

Unit Utilitas merupakan unit pendukung dalam penyediaan air, uap, listrik
dan bahan bakar, dimana keberadaannya sangat penting dan berguna menunjang
berlangsungnya proses produksi, Unit utilitas ini berupa :
A. Pengadaan air dan steam
B. Pengadaan energi listrik
A. Pengadaan Air dan Steam
Pengadaan air dimaksudkan memenuhi berbagai keperluan yang meliputi :
 Air pendingin
 Air umpan boiler
 Air minum dan sanitasi
 Air untuk keperluan umum lainnya
1. Jumlah air yang diperlukan
Jumlah air yang dibutuhkan untuk masing-masing keperluan adalah sebagai
berikut :
a. Air pendingin
No.
Alat
1. Condesor, C2

Jumlah air, kg/jam
58562,641

2.

Condesor, C3

62136,211

3.

Heat exchanger, HE-3

20227,520

5.

Heat exchanger, HE-4

12672,550

6.

Heat exchanger, HE-5

1963,630

7.

Heat exchanger, HE-6

2409,010

8.

Heat exchanger, HE-7

8336,320

9.

Heat exchanger, HE-8
Jumlah

179,750
104.351,422

Diperkirakan air yang hilang 12,5 % sehingga make up air pendingin yang
diperlukan :
Q1 = 12,5 % x 2513,42 kg/jam = 314,18 kg/jam
b. Air umpan boiler
Jumlah air umpan boiler ditentukan jumlah steam yang diperlukan oleh
alat-alat proses, sebagai berikut :
No.
Alat
1. Reaktor, R-1

Jumlah, kg/jam
118,343

2.

Reaktor, R-2

118,343

4.

Heater HE-1

193,549

5.

Heater HE-2

269,762

6.

Reboiler, Rb-1

1911,971

7.

Reboiler, Rb-2

1203,195

8.

Reboiler, Rb-3
Jumlah

2395,722
6210,886

Diperkirakan 90 % air dapat dipergunakan kembali, sehingga make up air
umpan boiler yang diperlukan :
Q2 = (100-90)% x 6210,886 kg/jam = 621,09 kg/jam
c. Air minum dan sanitasi
Jumlah air untuk keperluan sanitasi dan air minum ditentukan sebagai berikut :
Direncanakan jumlah karyawan + keluarga

: 250 orang

Kebutuhan air minum yang diperlukan

: 15 kg/jam air

Jumlah air yang diperlukan :
Q1 = 250 orang x

15 kg/jam air

= 3.750 kg/jam
d. Air untuk keperluan umum
Air keperluan lain-lain :


Laboratorium



Bengkel

= 10 %

= 10 %

x

x

3750 kg/jam = 375 kg/jam

3750 kg/jam =

375 kg/jam

Total kebutuhan air rumah tangga dan kantor = 4500 kg/jam
Kebutuhan air total keseluruhan :

= 104.351,42 kg/jam + 6210,886 kg/jam + 4500 kg/jam
= 114.825,63 kg/jam
2. Sistem pengolahan air
Sebagai sumber air dipilih sungai dan untuk memenuhi kreteria serta
persyaratan air industri, maka diperlukan sistem pengolahan air. Sistem
pengolahan air selengkapnya dapat dilukiskan dalam diagram proses sebagai
berikut :

AE
KE
B
BP
BSP
C
CT
F
FU
PH
PU
V

: Anion Exchanger
: Kation Exchanger
: Boiler
: Bak Pengendapan
: Bak saringan pasir
: Clarifier
: Cooling tower
: Fan
: Filter udara
: Pre-heater
: Pompa
: kran

Keterangan
TU-1 : Tangki air induk
TU-2 : Tangki air keperluan umum
TU-3 : Tangki air minum & sanitasi
TU-4 : Tangki air pendingin
TU-5 : Tangki air pendingin bebas
TU-6 : Tangki bahan bakar
TU-7 : Tangki larutan tawas
TU-8 : Tangki larutan Na2CO3
TU-9 : Tangki larutan kaporit
TU-10 : Tangki larutan NaCl
TU-11 : Tangki larutan NaOH
TU-12 : Tangki larutan NaHPO4
TU-13 : Tangki larutan kondensat

Gambar 6. Water Treatment Flow Diagram
B. Pengadaan Energi Listrik
Total kebutuhan energi listrik sebesar 165,92 KW yang meliputi :

 Energi untuk menjalankan alat-alat proses
 Energi untuk menjalankan alat-alat pada unit utilitas
 Energi untuk keperluan penerangan dan perumahan karyawan
Direncanakan kebutuhan energi listrik dipenuhi oleh Perusahaan Listrik
Negara (PLN) dengan daya terpasang 1 MVA. Demi kelancaran proses
produksi dipersiapkan sebuah generator pembangkit tenaga listrik berkekuatan
750 Hp dengan bahan bakar Diesel Oil. Kebutuhan bahan bakar minyak Diesel
Oil dihitung sebagai berikut :
Dianggap listrik padam 1 kali dalam satu bulam selama 3 jam
Efisiensi motor diesel = 80 %
Efisiensi bahan bakar = 70 %
Tenaga yang harus disediakan diesel :
= 170 Hp / 0,8
= 212,5 Hp
Tenaga yang harus disediakan bahan bakar :
= (212,5 Hp/0,7) (0,7457 kwatt / Hp) x (0,9478 Btu/dt/KVA)
=214,557 Btu/dt
Spesifikasi minyak diesel oil :
Heating Value = 144.000 Btu/gallon
o

API = 22 –28 o API

Densitas
Viskositas

= 0,9 kg/lt
= 1,2 cp

Kebutuhan minyak diesel :
214,557 Btu / dt

= 144000 Btu / Gallon
= 0,001490 Gallon/dt

BAB

IX

ORGANISASI PERUSAHAAN

A. Sumber Daya Manusia
Direncanakan perusahaan berbadan hukum Perseroan Terbatas (PT) dengan
organisasi berbentuk line and stafff. Jumlah karyawan sebanyak 177 orang yang
berasal dari berbagai jenjang pendidikan dan disiplin ilmu sesuai dengan
wewenang dan tanggung jawab yang diberikannya. Bagan strukktur organisasi
perusahaan dapat dilihat pada gambar 7.
1. Dewan Komisaris
Dewan komosaris terdiri dari para pemodal / pemegang saham.
Kedudukannya wewenang dan kebijaksanaan tertinggi dalam menentukan arah
dan rencana perusahaan.
2. Direktur Utama
Jabatan seorang direktur utama merupakan yang tertinggi dalam
perusahaan, dimana ia memegang kendali utama proses dan kehidupan dalam
lingkup perusahaan sesuai dengan limpahan wewenang yang diberikan oleh
dewan komisaris atau pemegang saham. Seluruh kebijakan dan peraturan baik
menyangkut proses produksi maupun karyawan harus sepengetahuan dan
persetujuannya.
3. Direktur
Dalam mengelola perusahaan Direktur Utama dibantu oleh 2 orang
Direktur, yaitu Direktur Produksi dan Direktur Administrasi Dan Keuangan.
Direktur Produksi berwenang dalam mengendalikan dan mengawasi jalannya
proses produksi mulai dari bahan baku hingga menjadi produk akhir. Sedangkan
Direktur Administrasi Dan Keuangan berwenang mengatur bidang adminsitrasi,
keuangan, personalia, pembelian bahan dan pemasaran produk, maupun hal-hal
lain yang berhubungan dengan ketenagakerjaan.
Tiap Direktur membawahi 3 orang. Direktur Produksi membawahi
Kepala Bagian Departemen Produksi, Engineering, Quality Control. Direktur

Administrasi Dan Keuangan membawahi Kepala Bagian Departemen Accounting
And Finance, Purchasing and Marketing, dan Departemen Umum.
4. Kepala Bagian
Tugas dan tanggung jawab Kepala Bagian ialah mengatur jalannya
proses Produksi dan Administrasi Kantor. Kepala Bagian bertanggung jawab
langsung kepada Direktur. Kepala Bagian membawahi :
A. Kepala Seksi Persiapan Produksi
B. Kepala Seksi Operasi Produksi
C. Kepala Seksi Finishing
D. Kepala Seksi Perawatan dan Pemeliharaan
E. Kepala Seksi Utilitas
F. Kepala Seksi Laboratorium
G. Kepala Seksi Pengembangan Dan Pengelolaan
H. Kepala Seksi Pembukuan
I. Kepala Seksi Penelitian
J. Kepala Seksi Penyediaan Bahan Baku
K. Kepala Seksi Penjualan
L. Kepala Seksi Distribusi
M. Kepala Seksi Administrasi Kantor
N. Kepala Seksi Personalia
O. Kepala Seksi Humas Dan Keamanan
P. Kepala Seksi Keselamatan Kerja.
5. Kepala Seksi
Tugas dan tanggung jawab Kepala Seksi ialah mengawasi secara
langsung jalannya proses produksi termasuk pekerjaan yang ditugaskan kepada
bawahannya. Kepala Seksi bertanggung jawab langsung kepada Kepala Bagian.
Kepala Seksi dibidang proses membawahi operator, sedangkan Kepala Seksi
bidang umum memimpin anggota staffnya.

Gambar 7. Struktur Organisasi Perusahaan
B. Sistem jam kerja
Sistem jam kerja dibagi dalam 2 macam, yaitu :

1. Sistem jam

kerja normal, yaitu pukul 08.00-16.30 dengan pola 5 hari

kerja/minggu dan 2 hari libur pada hari sabtu dan minggu. Ini diterapkan bagi
karyawan yang secara tidak langsung berhubungan dengan jalannya proses
produksi, seperti Direktur Utama , Direktur, Kepala Bagian, Kepala Seksi, serta
para anggota staffnya.
2. Sistem jam kerja shift yaitu sistem 3 hari kerja dan 1 hari libur dengan pola
rotasi 4 shift:
Shift I

: pukul 06.30-15.00

Shift II

: pukul 14.30-23.00

Shift III : pukul 22.30-07.00
Dalam sistem ini terdapat 4 group atau kelompok yang masing-masing
secara bergiliran mendapatkan shift I, shift II, shift III, sedangkan 1 group di
istrirahatkan atau libur. Sistem ini diterapkan bagi karyawan yang berhubungan
langsung dengan jalannya proses produksi, seperti : operator dan bidang
keamanan. Hal ini mengingat bahwa proses produksi umumnya beroperasi 24 jam
perhari.
Berikut pengaturan jadual tugas shift :
Tanggal
group
A

1
I

2
-

3
II

4
II

5
II

6
-

7
III

8
III

9
III

10
-

dst
I

B

II

II

-

III

III

III

-

I

I

I

-

C

III

III

III

-

I

I

I

-

II

II

II

D

-

I

I

I

-

II

II

II

-

III

III

Keterangan : I, II, II,ialah jam kerja shift dan (-) ialah hari libur bagi karyawan
shift.
C. Sistem pengajian
Sistem penggajian karyawan didasarkan pada latar belakang pendidikan,
pengalaman kerja atau keahlian, serta jabatan yang dipegangnya. Berikut gaji
karyawan :

Jabatan
Direktur Utama

Jumlah
1

Gaji Rp./bulan
10.000.000

Direktur

2

12.000.000

Kepala Bagian

6

21.000.000

Kepala Seksi

16

40.000.000

Staff

32

48.000.000

Operator Lapangan

80

80.000.000

Operator Administrasi

40

28.300.000

D. Kesejahteraan karyawan
Bagi karyawan disediakan fasilitas berupa perumahan yang diberikan
kepada Direktur Utama, Direktur, Kepala Bagian, Kepala Seksi, opeartor, dan
staff. Kepada karyawan juga diberikan tunjangan kesejahteraan keluarga,
Tunjangan Hari Raya (THR), serta kesempatan rekreasi bersama setahun sekali.
Disamping itu setiap karyawan juga berhak mendapat cuti tahunan selama 12 hari

BAB X
EVALUASI EKONOMI

A. CAPITAL INVESTMENT COST
1. Fixed Capital Investment
No.
Fixed Capital
1. Purchase & Delivery Equipment Cost

US $
3.293.441

2.

Instalation Cost

414.974

3.

Piping Cost

716.323

4.

Instrumentation Cost

400.153

5.

Insulation Cost

107.037

6.

Electrical Cost

337.578

7.

Building Cost

0

8.

Land and Yard Improvement

0

9.

Utility
Phisical Pant Cost (PPC)
Engineering & Construction
Direct Plant Cost (DPC = PPC + EC)
Contractor’s fee

4.221.804
9.491.310
1.898.262
11.389.572
569.479

Contingency
Fixed Capital Investment ( FC = DPC + CF + Ct)

2.847.393
14.806.444

11.
12.
13.

TOTAL FIXED CAPITAL INVESTMENT = Rp. 194.69.015.168,2. Working Capital
No.
Working capital
1. Raw material Inventory

US $
38.790.598.656

2.

In Process Inventory

22.362.658.816

3.

Product Inventory

44.725.317.632

4.

Extended Credit

64.504.541.184

5.

Available Cash
Total working capital
TOTAL CAPITAL INVESTMENT = FC + WC
= Rp. 409.727.467.520,-

44.725.317.632
215.108.435.968

B. MANUFACTURING COST
1. Direct Manufacturing Cost
No.
Direct Manufacturing Cost
1. Raw material (RM)

Cost, Rp.
465.487.167.488

2.

Labor (Lb)

2.967.600.000

3.

Supervision (Sp = 10 % . Lb)

296.760.032

4.

Maintenace (Mt = 2 % . FCI)

3.892.380.160

5.

Plant Suplies (Ps = 15 % . Mt)

6.

Royalties and Patent (R&P = 1 % . Sales)

7.

Utilities
Total Direct Manufacturing Cost (DMC)

583.857.024
7.740.544.512
4.916.532.736
485.884.854.272

2. Indirect Manufacturing Cost
No.
Indirect Manufacturing Cost
1. Payroll Overhead (15 % . Lb)
2.

Laboratory (10 % . Lb)

3.

Plant Overhead (10 % . Lb)

4.

Packaging & Shiping (0,5 % . Sales)
Total Indirect Manufacturing Cost (IMC)

Cost, Rp.
593.520.064
593.520.064
7.740.544.512
2.967.600.128
11.895.184.384

3. Fixed Manufacturing Cost
No.
Fixed Manufacturing Cost
1. Depreciaton (10 % . FCI)
2.

Property taxes ( 2 % . FCI)

3.

Insurance ( 2 % . FCI)
Total Fixed Manufacturing Cost (FMC)

Cost, Rp.
19.461.902.336
9.730.951.168
9.730.951.168
38.923.804.672

TOTAL MANUFACTURING COST :
MC = DMC + IMC + FMC
= Rp. 536.703.827.968,4. General Expense
No.
General Expense
1. Administration (3 % . Manufacturing Cost)

Cost, Rp.
16.101.114.880

2.

Sales (5 % . Manufacturing Cost)

26.835.191.808

3.

Research (2 % Sales)

16.101.114.880

4.

Finance (10 % (FC + WC))
Total General Expense (GE)

81.945.493.508
140.982.910.976

5. Total Production Cost :
PC = MC + GE
= Rp. 677.686.738.944,C. KEUNTUNGAN
a. Keuntungan sebelum pajak :
Total Sales

= Rp. 774.054.477.824,-

Total Biaya Produksi

= Rp. 674.686.738.944,-

Keuntungan

= Rp. 96.367.738.880,-

b. Keuntungan sesudah pajak :
Pajak

= 50 %

Keuntungan

= Rp. 48.183.869.440,-

D. ANALISA KELAYAKAN
1. Percent Return On Investment (ROI)
Percent Return On Investment merupakan persen laju pengembangan modal.
Percent Return On Investmrnt before taxes :
(% ROI)B =

(Pr of ) B
x 100 %
fixedcapital
Rp. 96.367.738.880

= Rp.194.619.015.168 x 100 %

= 49,51 %

Percent Return On Investmrnt afte taxes :
(% ROI)A =

(Pr of ) A
x 100 %
fixedcapital
Rp. 48.183.869.440

= Rp.194.619.015.168 x 100 % = 24,75 %
2. Pay Out Time (POT)

Pay Out Time merupakan masa pengembalian modal yang di investasikan
berdasarkan keuntungan sebelum depresiasi.
Pay Out Time Before Taxes :
(POT) B =

Fixedcapital
x 100 %
(Pr of ) B  depreciati on
Rp.194.619.015.168

= Rp. 96.367.738.880  Rp.19.461.901.516 x 100 %
= 1,68 tahun
Pay Out Time After Taxes :
(POT) B =

Fixedcapital
x 100 %
(Pr of ) B  depreciati on
Rp.194.619.015.168

= Rp. 48.183.869.440  Rp.19.461.901.516 x 100 %
= 2,87 tahun
3. Break Even Point (BEP)
Break even point merupakan produksi dimana pabrik tidak mengalami
keuntungan maupun kerugian.
Fa  0,3.Ra

BEP = S  Va  0,7.Ra x 100 %
Dimana :
Fa = Annual fixed expense pada kapasitas maksimum
Ra = Annual regulated expense pada kapasitas maksimum
Sa = Annual sales value pada kapasitas maksimum
Va = Annual variabel expense pada kapasitas maksimum
Annual fixed expense pada kapasitas maksimum (Fa):
1. Depreciation (10% FCI)

= Rp. 19.461.902.336

2. Property & taxes (2 % FCI)

= Rp. 9.730.951.168

3. Insurance (2 % FCI)

= Rp. 9.730.951.186
Fa

= Rp. 38.923.804.672

Annual variable expense pada kapasitas maksimum :
1. Raw material

= Rp. 465.487.167.488

+

2. Utilities

= Rp.

7.740.544.512

3. Royalties (1 % Sales)

= Rp.

4.916.532.736

4. Packaging & shipping (0,5 % Sales)= Rp.
Va

7.740.544.512 +

= Rp. 485.884.788.736

Annual regulated expense pada kapasitas maksimum :
1. Labor

= Rp. 2.967.600.128

2. Payroll Overhead

(15 % labor) = Rp.

593.520.064

3. Plant Overhead (50 % labor)

= Rp.

2.967.600.128

4. Supervision

(10 % labor)

= Rp.

296.760.032

5. Laboratory

(10 % labor)

= Rp.

593.520.064

6. General expense

= Rp. 140.982.910.976

7. Maintenance (2 % FCI)

= Rp.

8. Plant suplies ( 15 % Maintenance) = Rp.

3.892.380.160
583.857.024 +

= Rp. 152.878.153.728
( Fa  0,3 . Ra )

BEP = Sa  Va  0,7 . Ra x 100 %
(38.923.804.672  0,3 . 152.878.153.728)

BEP = 774.054.477.824  485.885.788.736  0.7 (152.878.153.728) x
100 %
= 46,08 %
4. Shut Down Point
Shut down point merupakan produksi dimana pabrik mengalami kebangkrutan
dan tidak mampu membayar biaya tetap, sehingga pabrik harus ditutup.
0,3 Ra

SDP = Sa  Va  0,7. Ra x 100 %
0,3 (152.878.153.728)

= 774.054.477.824  485.884.788.736  0,7 (152.878.153.728) x
100 %
= 25,32 %
5. Discounted Cash Flow of Return (DCFR)

Discounted cash folw dimaksudkan untuk menganalisa kelayakan ekonomi
dengan mempertimbangkan nilai uang yang berubah terhadap waktu serta
didasarkan atas investasi yang tidak kembali pada akhir tahun selama umur
pabrik.
Perhitungannya adalah sebagai berikut :
[ (1 + i) 9 + ( 1+ i) 8 + .…+ (1 + i) + 1 ] +

WC  SV
= (FCI + WC) (1 + i ) 10/CF
FC

Dimana :
n

= umur pabrik, diperkirakan 10 tahun

i

= Discouted Cash Flow

CF = Cash Flow
= Profit after taxes + Depreciation + Finance
= Rp. 149.591.261.184,WC = Working Capital
= Rp. 215.108.435.968,SV = Salvage Value
= Rp. 19.461.902.336,FC = Fixed Capital
= Rp. 31.748.126.720,Perhitungan dilakukan secara trial and error, yaitu dengan memasukan
suatu harga i, kedalam persamaan diatas hingga diperoleh ruas kiri sama dengan
ruas kanan. Dari hasil perhitungan diperoleh :
I
0,3500

Sisi Kanan
54,8939

Sisi Kiri
56,1577

0,3510

55,3018

56,4279

0,3520

55,8922

56,6996

0,3530

56,3070

56,9724

0,3540

56,7246

57,2465

0,3550

57,1449

57,5220

0,3560

57,5680

57,7988

0,3570

57,9940

58,0769

0,3580

58,4228

58,3563

Discounted Cash Flow, i = 35,80 %
Dimana nilai tersebut lebih besar dari bunga bank sehingga cukup menarik

Gambar 8. Grafik Evaluasi Ekonomi
BAB XI
KESIMPULAN

Ditinjau dari segi pertumbuhan ekonomi dimana meningkatkan sektor
industri dalam memasuki era pasar bebas dan dengan berdasarkan peningkatan
kebutuhan nasional terhadap Propylene Oxide yang keseluruhan dipenuhi dengan
cara import, maka pendirian pabrik pembuatan Propylene Oxide di Indonesia
layak dipertimbangkan.
Berdasarkan hasil analisa ekonomi dimana diperoleh :
 Return On Investment ROI

= 24,51 %

 Pay Out Time POT

= 2,87 tahun

 Break Even Point BEP

= 46,08 %

 Shut Down Point SDP

= 25,32 %

 Discounted Cash Flow DCF

= 35,80 %

Maka pembangunan pabrik pembuatan Propylene Oxide di Indonesia
merupakan investasi yang layak untuk dipertimbangkan lebih lanjut dan cukup
menguntungkan.

Gambar yang perlu dari file lain :
1. Diagram kualitaif dan kuantitatif
2. Gambar Tata letak alat dan pabrik
3. Gambar reaktor
4. Gambar utilitas
5. Gambar PEFD
6. Bagan organisasi
7. Grafik Evaluasi ekonomi
DAFTAR PUSTAKA

Aries, R. S. and Newton R.D., 1954, Chemical Engineering Cost Estimation, Mc
Graw Hill
Austin G.T., 1984, Sheve’s Chemical Process Industries, 5 ed, 19-44, Mc Graw
Hill Book, Inc
Brown G.G., 1958, Unit Operation, 3, 299, John Wiley & Sons, Inc. , New York
Coulson J.M. dan Richardson J. F., Chemical Engineering Handbook, II, 153-165,
Gulf Publishing Co., Texas
Holman J.P.,1986, Heat Transfer, ed.6, Mc Grwa Hill Book Company, Japan
Kern, P.Q., 1984, Process Heat Transfer
Kirk, R.E. and Othmer, D.F., 1980, Encyclopedia of Chemical Technology,
kol.XIX, 146-169.

Ludwid, E.E. 1964, Applied Process Design for Chemical and Petrochemical
Plants, vol II, hal 107-135, Gulf PublishingCo., Texas
Oetoyo, S., 1084, Aneka Industri Kimia, 24-31, Akademi Teknologi Industri
“AKPRIND” Yogyakarta
Perry, R.H. and Don Green, 1984, Perry’s Chemical Engineering Handbook, ed.6,
Mc Graw-Hill Book Company, Singapore.
Peters, M.S. and Timmershaus K.D., 1987, Plant Design and Economic’s for
Cheical Engineerings, 3, 205-285, Mc. Grwa Hill Book Company,
Singapore.
Rase, H.F., 1977, Chemical Reaktor Design for Process Plants, I, 331-336, John
Wiley & Sons, Inc. New York.
Reid, R.C., Praunitz, J.M., and Poling, B.E., 1988, The properties of Gases and
Liquids, 4, 656-690, Mc Graw-Hillbook Co., Singapore.
Reigel, E.R., 1949, Industrial Chemistry, ed. 5, 251-267, Reinhold Publishing
Corp., New York.
Salvato, J.A., 1972, Enviromental Engineering and Sanitation, ed. 2, 103-202
John Wiley & Sons Inc.New York.
Ulrich G.D., 1984, A Guide to Chemical Engineering Process Design &
Economic, John Wiley & Sons, Inc.,New York.
Van Winkle, M., 1967, Distilation, 307-311, Mc Graw-Hill Book Co., New York.

Potongan evaluasi :
Perhitungan Evaluasi Ekonomi Perancangan Pabrik Kimia Propylene
Oxide Dan Tert butyl Hydroperoxide, meliputi penentuan harga alat, biaya
operasi, dan analisa kelayakan. Harga alat pabrik dapat ditentukan berdasarkan
harga pada tahun yang lalu dikalikan dengan rasio index harga. Perkiraan harga
alat ditentukan dengan persamaan Aries & Newton berikut :
 Cep x 

 Cep y 

Nx =Ny 

Dimana : Nx = harga alat pada tahun x
Ny = harga alat pada tahun y
Cepx = cost index pada tahun x
Cepy = cost index pada tahun y
Untuk kapasitas tertentu, harga alat ditentukan dengan persamaan six tenths faktor
berikut :
 Cep x 
Ex =Ey 

 Cep y 

0,6

Dimana : Ex = harga alat pada tahun A
Ey = harga alat pada tahun B
Cepx = cost index pada tahun A
Cepy = cost index pada tahun B
1. Harga alat diambil dari :
a. CE index 1954 = 86,5 (aries & Newton)
b. CE index 2000 = 358,2 (http : www.Che.com)
c. CE index 2001 = 391,2 (http : www.Che.com)
d. CE index 2002 = 391,8 (http : www.Che.com)
2. Dalam perhitungan ditetapkan kurs mata uang 2003: Rp. 8300/US $
3. Upah Buruh :

a. Buruh asing = $ 10 / man hour
b. Buruh lokal = Rp. 3500 / man hour
c. Perbandingan man hour asing = 2 man hour lokal
Harga Alat-alat proses :
No.
Nama Alat
1. Accumulator (ACC-01)

Jumlah
1

Harga satuan ($)
4.095

Harga ($)
4.095

2. Accumulator (ACC-02)

1

5.461

5.461

3. Accumulator (ACC-03)

1

6.371

6.371

4. Condensor (CD-01)

1

47.780

47.780

5. Condensor (CD-02)

1

50.056

50.056

6. Condensor (CD-03)

1

40.955

40.955

7. Cooler (HE-03)

1

27.303

27.303

8. Cooler (HE-04)

1

9.101

9.101

9. Cooler (HE-05)

1

3.185

3.185

10. Cooler (HE-06)

1

6.826

6.826

11. Cooler (HE-07)

1

11.376

11.376

12. Cooler (HE-08)

1

3.640

3.640

13. Heater (HE-01)

1

5.006

5.006

14. Heater (HE-02)

1

6.826

6.826

15. Hopper (HP-01)

1

6.826

6.826

16. M. Distilasi (MD-01)

1

7.281

7.281

17. M. Distilasi (MD-02)

1

7.281

7.281

18. M. Distilasi (MD-03)

1

7.281

7.281

19 Mixer (M-01)

1

50.056

50.056

20 Pompa (P-01)

2

2.503

5.006

21. Pompa (P-02)

2

2.048

4.095

22. Pompa (P-03)

2

2.048

4.095

23. Pompa (P-04)

2

1.138

2.275

24. Pompa (P-05)

2

1.251

2.503

25. Pompa (P-06)

2

1.365

2.730

26. Pompa (P-07)

2

910

1.820

27. Pompa (P-08)

2

1.024

2.048

28. Pompa (P-09)

2

683

1.365

29. Pompa (P-10)

2

569

1.138

30. Pompa (P-11)

2

455

910

31. Pompa (P-12)

2

2.048

4.095

32. Pompa (P-13)

2

2.958

5.916

33. Pompa (P-14)

2

569

1.138

34. Reaktor (R-01)

1

52.331

52.331

35. Reaktor (R-02)

1

52.331

52.331

36. Reboiler (RB-01)

1

47.780

47.780

37. Reboiler (RB-02)

1

22.753

22.753

38. Reboiler (RB-03)

1

31.854

31.854

39. Tangki (T-01)

2

273.031

546.063

40. Tangki (T-02)

2

341.289

591.568

41. Tangki (T-03)

2

182.021

364.042

42. Tangki (T-04)

2

227.526

455.052

43. Tangki (T-05)

1

34.129

34.129

44. Unit Refrigerator (RF-01)

1

10.011

10.011
2.624.742

Sponsor Documents

Or use your account on DocShare.tips

Hide

Forgot your password?

Or register your new account on DocShare.tips

Hide

Lost your password? Please enter your email address. You will receive a link to create a new password.

Back to log-in

Close